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东明恒昌化工有限公司15万吨/年气体分馏装置工艺技术简介2011年5月气体分馏装置全貌一、装置简介15万吨/年气体分馏装置是由干气、液化石油气脱硫，液化气脱硫醇及气体分馏系统三部分组成。干气脱硫是脱除催化干气中的硫化氢；液化气脱硫及脱硫醇是脱除液化气中的无机硫(主要是硫化氢)和有机硫（主要是硫醇），使精制后液化气中的总硫含量及铜片腐蚀合格；气体分馏是以脱硫醇后的液化气为原料，经过三塔精馏分离成丙烷、丙烯和重组分。一、装置简介气体分馏装置设计处理液化气能力为15×104吨/年。液化气经气体分馏装置处理后，可提供大于99.0%（mol%）的丙烯、高纯度的丙烷及混合碳四等产品。2006年大修期间，对装置进行了全面节能改造，本次改造中E202、E203/1.2由原来使用蒸汽技改为使用三催化热水，大大节约了本装置能耗。同时还增设了固体脱硫塔（C205），脱除重组分中的H2S及元素硫，以解决混合碳四腐蚀不合格的问题。一、装置简介2008年大修期间，对干气脱硫系统进行了扩能改造，新增一台干气脱硫塔，干气脱硫能力由原始设计的3万吨/年扩大到6.4万吨/年，同时还对胺液再生塔进行了扩能改造，增大了塔盘的开孔率，有效提高了胺液的再生效果。2010年大修期间，E201、E202技改为并联使用汽油加氢热水。2011年大修期间，对C-002进行更换，扩大了胺液的再生能力（由原来不足30t/h提高到50t/h）二、工艺流程1、干气脱硫部分：由催化来的含硫干气进入干气分液罐（V-009）分出凝液后进入干气脱硫塔（C-003/1、2）的下部，与贫液泵（P-002/1.2）打入塔上部的浓度为25%左右的MDEA贫液逆流接触，干气中的H2S、CO2等被胺液吸收，脱除H2S、CO2的净化干气通过旋液分离器进行气液分离，分离后的胺液并入富液线，净化干气经过旋风分离器进行气液分离后，进入净化干气沉降罐（V-010/1、2）进一步进行气液分离（使用C-003/1时，净化干气直接进入净化干气沉降罐V-010/1），分液后的净化干气自压出装置。塔底富液自压与液化气脱硫产生的富液汇合，去贫液再生系统再生后循环使用。干气分液罐（V-009）底的凝缩油自压去催化装置或去污油罐区。二、工艺流程2、液化气脱硫部分：由催化装置或罐区来的含硫液化气进入液化气缓冲罐（V-001），经液化气进料泵（P-001/1.2.3）打入液化气脱硫抽提塔（C-001）下部与贫液泵（P-002/1.2）打入塔顶的浓度为25%左右的MDEA贫液逆流接触，液化气中的H2S、CO2等被胺液吸收，除去H2S、CO2后的净化液化气从塔顶出来自压去液化气脱硫醇部分或者返罐区，C-001底部出来的富液与干气脱硫塔（C-003/1.2）底流出的富液汇合后一起自压进入贫液再生系统再生循环使用。二、工艺流程二、工艺流程3、液化气脱硫醇部分：经脱硫后的净化液化气经液化气——碱液混合器（M-101）与浓度为10%左右的碱液充分混合后进入液化气预碱洗罐（V-101），除去液化气中微量的H2S组份，从罐底流出的碱液进入液化气——碱液混合器循环使用，碱渣自压送出装置，浓度为10%的新鲜碱液由催化剂碱液循环泵（P-101/1）间断补充；经预碱洗后的液化气自（V-101）顶出来，进入液化气脱硫醇抽提塔（C-101）的下部，用溶解有磺化酞菁钴催化剂的碱液进行液——液抽提，脱除硫醇的液化气从塔顶出来经水洗混合器（M-102）与凝结水冷凝水或者新鲜水充分混合后进入水洗沉降罐（V-102），洗去液化气中携带的碱滴，然后自压进入液化气砂滤塔（C-102）下部，进一步分离出碱滴、水分，分离净化后的液化气自压送至分馏系统或液化气罐区。C101底部出来的碱液自压去氧化塔氧化再生循环利用。二、工艺流程二、工艺流程4、MDEA溶液再生部分：由干气脱硫抽提塔（C-003/1、2）、液化气脱硫抽提塔（C-001）下部自压流出的富液汇合首先进入贫富液换热器（E-001/1-4）与贫液换热,富液温度换热至95℃后进入富液闪蒸罐（V-002）闪蒸出富液中所含的少量干气、液化气、硫化氢组分，罐顶馏出的少量干气、液化气、硫化氢组份自压去低压瓦斯系统，富液从罐底流出进入再生塔（C-002）第四层塔盘，经再生塔底重沸器（E-004）加热至121℃左右，富液中所含的H2S和CO2等成份被解吸出来，与水蒸汽一起经再生塔顶冷凝冷却器（E-003/1.2）冷凝至40℃后进入酸性气分液罐（V-003），二、工艺流程4、MDEA溶液再生部分：分离出酸性气中所携带的部分溶剂和水份，罐底流出的酸性水用酸性水回流泵P003/1.2送至再生塔顶作冷回流，含H2S和CO2的酸性气体从分液罐顶分出送出装置，至火炬或去硫磺回收装置，自再生塔（C-002）底解吸出H2S和CO2的贫液自压去贫富液换热器（E-001/1-4）脱除部分余热后进入贫液冷却器（E-002/1.2）冷却至40℃后送回溶剂缓冲罐（V-004），由溶剂循环泵（P-002/1.2)打回干气脱硫抽提塔、液化气脱硫抽提塔顶循环使用，部分贫液经过过滤器（SR-001、SR-002、SR-003）过滤后返回溶剂循环泵（P-002/1.2）入口循环使用。二、工艺流程二、工艺流程5、催化剂碱液再生部分：从液化气脱硫醇抽提塔（C-101）底部抽出的含硫醇钠的碱液经碱液加热器（E-101）加热至65℃左右后与非净化风混合后进入氧化塔（C-103）再生，在催化剂（磺化酞菁钴）的作用下，硫醇钠与氧气充分接触生成二硫化物，使碱液得以再生，再生后的催化剂碱液用催化剂碱液循环泵（P-101/1.2)抽出打入催化剂碱液冷却器（E-102）冷却，冷却至30-35℃后送入液化气脱硫醇抽提塔（C-101）的上部循环使用，氧化生成的二硫化物从二硫化物分离罐（V-103)随碱渣间断自压送出装置，分离出的尾气自压至三催烟囱或现场放空。二、工艺流程6、气体分馏部分：经脱硫、脱硫醇后的液化气自脱硫醇部分或自液化气球罐罐区进入V-201，用丙烷塔进料泵（P-201/1.2）抽出经原料-重组分换热器（E-204）与从丙烷塔底出来的碳四组分换热，再经原料加热器（E-205）与蒸汽换热至65℃左右后进入丙烷塔（C-201）（第29或31、35层塔板），在丙烷塔内进行分离。液化气中≥C4馏分流入塔底。塔底抽出液先去原料-重组分换热器（E-204）与进料液化气换热后，经重组分外送冷却器（E-209）冷却至40℃以下去C-205固定床脱硫后送至混合碳四储罐。二、工艺流程6、气体分馏部分：另一部分塔底液化气经塔底重沸器（E-201），用蒸汽加热至105.6℃，利用热虹吸式原理，汽液混相返回C-201以提供分馏所需热量。从C-201顶分离出的C2、C3和少量C4组分先经丙烷塔顶空冷器（EC-201）和丙烷塔顶后冷却器（E-206/1.2）冷至42℃左右进入丙烷塔顶回流罐（V-202），一部分经丙烷塔回流泵（P-202/1.2)抽出作丙烷塔顶回流。另一部分经脱乙烷塔进料泵（P-203/1.2）抽出作脱乙烷塔（C-202）的进料。二、工艺流程二、工艺流程6、气体分馏部分：进入脱乙烷塔C-202（进料口在15、17、19层塔盘）的馏分在塔内进行分离，塔顶馏出的C2及C3馏分经脱乙烷塔顶冷凝器（E-207/1.2）冷至40左右，进入脱乙烷塔回流罐（V-203）。然后用脱乙烷塔回流泵（P-204与P-202/2备用）抽出全部作脱乙烷塔的回流，罐内不凝气排入高压瓦斯系统。塔底釜液一部分经塔底重沸器（E-202）用蒸汽加热至68℃左右，根据热虹吸式原理返回塔内，另一部分经自压去粗丙烯塔C-203。二、工艺流程二、工艺流程6、气体分馏部分：丙烯塔为双塔串联操作，粗丙烯塔C203（进料口在36、40、44层塔盘）顶部气相进入精丙烯塔（C-204）底部。精丙烯塔顶部出来的气相经精内烯塔顶空冷器（EC-202/1-4）和精丙烯塔顶冷却器（E-208/1.2）冷却至44.6℃左右进入精丙烯塔回流罐（V-204）。经精丙烯回流泵P-206/1.2）抽出。一部分打回精丙烯塔顶提供液相回流，另一部分经丙烯外送冷却器E-211）冷却至40℃以下出装置，去聚丙烯或液化气罐区。精丙烯塔（C204）底釜液由精丙烯塔底泵（P-205/1.2）抽出全部打入粗丙烯塔（C-203）顶部作粗丙烯塔的回流。粗丙烯塔底釜液一部分经塔底重沸器（E-203/1.2），热源是0.8MPa蒸汽（或者三催热水）加热至56℃左右返回（C-203）底作为汽相。另一部分釜液经丙烷外送冷却器（E-210）冷却至40℃以下去丙烷罐或去重组分线与重组分混合作为民用液化气去液化气罐区。二、工艺流程三、工艺原理1、脱硫基本原理（1）MDEA溶液脱硫化氢基本原理：干气、液化气脱硫一般有湿式脱硫法和干式脱硫法两种脱硫方式，湿式脱硫法脱硫剂有一乙醇胺(MEA)、二乙醇胺(DEA)、二异丙醇胺(DIPA)、甲基二乙醇胺(MDEA)等等，干式脱硫法脱硫剂有锌、铁、锰等金属氧化物、活性碳等，我装置选用的是湿式脱硫法中以N-甲基二乙醇胺(MDEA)为基础的复合配方溶剂，它的工艺原理如下：三、工艺原理液化气中的H2S和CO2在低温下与脱硫溶剂进行化学反应，生成一种不稳定的络合物，使液化气得以净化，而这种络合物又在高温下分解，使溶剂得以再生，并循环使用。其化学反应方程式为：三、工艺原理2R2NH+H2S←→（R2NH2）2S硫化胺盐（R2NH2）2S+H2S←→（2R2NH2HS酸式硫化胺盐2R2NH+CO2+H2O←→（（R2NH2）2CO3碳酸胺盐（R2NH2）2CO3+CO2+H2O←→（2R2NH2HCO3上述反应是可逆反应，低温（＜45℃）时向右进行，高温（＞120℃）时向左进行。三、工艺原理（2）预碱洗脱硫化氢基本原理：经过MDEA溶液脱硫化氢后的液化气中仍含有部分硫化氢，硫化氢用4～20%NaOH溶液进行中和，其化学反应式为：2NaOH+H2S→Na2S+H2O此反应属于强碱与弱酸的酸碱中和反应，生成的可溶性盐和水，是不可逆反应。三、工艺原理（3）脱硫醇基本原理经过两级脱硫化氢后的液化气所含硫主要以硫醇性硫的形式存留在液化气中，用含有催化剂（磺化钛菁钴100～300ppm）的碱液（6～20%NaOH溶液）将液化气中硫醇抽提出来，其化学方程式为：催化剂NaOH+RSHRSNa+H2O三、工艺原理（3）脱硫醇基本原理：经过抽提后的碱液含有硫醇钠盐，进入氧化塔进行氧化再生。氧分子与催化剂（磺化钛菁钴）形成不稳定的活化络合物，活化络合物与硫醇钠水解生成的硫醇阴离子RSˉ反应生成自由基RS·，自由基RS·很快二聚成稳定的二硫化物。氧化后的硫醇钠将转变为二硫化物，碱液由此得以再生，循环使用，其转变的化学方程式为：催化剂4RSNa+O2+2H2O2RSSR+4NaOH三、工艺原理2、气体分馏基本原理精馏塔中的气、液两相，在塔盘上多次逆流接触，使气相中的重组分多次部分冷凝、液相中的轻组分多次部分汽化，使用这种多次部分汽化和部分冷凝的方法分离混合物，达到提纯物质的目的，得到理想的产品，这就是精馏的基本原理。三、工艺原理其精馏过程需有以下几点基本条件：a.被分离的物质的相对挥发度不等于1。b.汽、液两相必须同时存在并相互逆流接触。c.相互接触的两相有不平衡性，即具有温度差和浓度差。d.具有一定数量的塔盘。四、分馏系统常见的异常操作1、液泛（1）塔底温度高，塔内上升汽流量过大；减小或停止进料，降低塔底温度，停止塔顶产品外送，全回流操作，使带到顶部的重组分通过回流打回到塔底。当生产不允许停止进料时可降低底温，应加大塔底采出。（2）进料量或回流量过大，塔超负荷：适当降低进料量或回流量，然后再进行调整。四、分馏系统常见的异常操作2、塔进料中断（1）进料泵故障停车：立即启用备用泵。（2）仪表故障：改手动或副线操作，联系仪表处理。（3）催化故障：中断向气分供料。（4）原料不足，中断进料。四、分馏系统常见的异常操作3、塔回流中断（